RU2584422C2 - Loop reactor for producing acetic acid - Google Patents
Loop reactor for producing acetic acid Download PDFInfo
- Publication number
- RU2584422C2 RU2584422C2 RU2013118697/04A RU2013118697A RU2584422C2 RU 2584422 C2 RU2584422 C2 RU 2584422C2 RU 2013118697/04 A RU2013118697/04 A RU 2013118697/04A RU 2013118697 A RU2013118697 A RU 2013118697A RU 2584422 C2 RU2584422 C2 RU 2584422C2
- Authority
- RU
- Russia
- Prior art keywords
- reactor
- reaction
- acetic acid
- stream
- heat recovery
- Prior art date
Links
Images
Classifications
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C07—ORGANIC CHEMISTRY
- C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
- C07C51/00—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides
- C07C51/10—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides by reaction with carbon monoxide
- C07C51/12—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides by reaction with carbon monoxide on an oxygen-containing group in organic compounds, e.g. alcohols
Landscapes
- Chemical & Material Sciences (AREA)
- Organic Chemistry (AREA)
- Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
- Engineering & Computer Science (AREA)
- Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
- Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
- Low-Molecular Organic Synthesis Reactions Using Catalysts (AREA)
Abstract
Description
Приоритетное требованиеPriority requirement
По настоящей заявке испрашивается приоритет согласно патентной заявке США № 12/890383, поданной 24 сентября 2010 года, все содержание и существо которой включено в настоящее описание посредством ссылки.This application claims priority according to US patent application No. 12/890383, filed September 24, 2010, the entire contents and essence of which are incorporated into this description by reference.
Область техникиTechnical field
Настоящее изобретение относится к усовершенствованному способу получения уксусной кислоты и, в частности, к усовершенствованиям системы получения уксусной кислоты, включающим дополнительно цикл извлечения бокового потока и/или один или несколько циркуляционных реакторов для бокового потока.The present invention relates to an improved method for producing acetic acid and, in particular, to improvements in the system for producing acetic acid, including an additional side stream extraction cycle and / or one or more side stream circulation reactors.
Предпосылки создания изобретенияBACKGROUND OF THE INVENTION
Широко используемый и успешный коммерческий способ синтеза уксусной кислоты включает каталитическое карбонилирование метанола оксидом углерода. Катализатор содержит родий и/или иридий и галогенный промотор, как правило йодистый метил. Реакция протекает при непрерывном барботаже оксида углерода через жидкую реакционную среду, в которой растворен катализатор. Реакционная среда содержит метилацетат, воду, уксусную кислоту, йодистый метил и катализатор. Традиционные коммерческие способы карбонилирования метанола включают описанные в патентах США 3769329, 5001259, 5026908 и 5144068, все содержание и существо которых включено в настоящее описание посредством ссылки. Другой традиционный способ карбонилирования метанола включает способ Cativa™, который описан J.H.Jones «The Cativa™ process for the Manufacture of Acetic Acid», Platinum Metals Review, 44 (3): 94-105 (2002), все содержание и существо которого включено в настоящее описание посредством ссылки.A widely used and successful commercial process for the synthesis of acetic acid involves the catalytic carbonylation of methanol with carbon monoxide. The catalyst contains rhodium and / or iridium and a halogen promoter, typically methyl iodide. The reaction proceeds with continuous bubbling of carbon monoxide through a liquid reaction medium in which the catalyst is dissolved. The reaction medium contains methyl acetate, water, acetic acid, methyl iodide and a catalyst. Conventional commercial methanol carbonylation processes include those described in US Pat. Nos. 3,769,329, 5,001,259, 5,026,908 and 5,144,068, all of which are incorporated herein by reference. Another traditional methanol carbonylation process includes the Cativa ™ process, which is described by JHJones, “The Cativa ™ process for the Manufacture of Acetic Acid”, Platinum Metals Review, 44 (3): 94-105 (2002), all of which is incorporated herein by reference. the present description by reference.
Реакционный раствор из реактора карбонилирования содержит не вступившие в реакцию исходные материалы, а также компоненты реакционной среды, включающие катализатор. В патенте США 5672744 предложен способ получения уксусной кислоты, который включает карбонилирование метанола оксидом углерода в реакторе карбонилирования («первом реакторе») в присутствии реакционной жидкости, включающей родиевый катализатор, йодистый метил, йодистую соль, метилацетат и воду, при непрерывном извлечении реакционной жидкости из первого реактора и введении ее в зону мгновенного испарения для разделения ее на выпаренную часть и не выпаренную часть, отличающийся тем, что между первым реактором и зоной мгновенного испарения установлен второй реактор. Метанол карбонилируют оксидом углерода, содержащимся в реакционной среде, в состоянии, в котором он растворен в ней, во втором реакторе со временем пребывания в зоне реакции от 7 до 120 секунд при температуре от 150°C до 250°C, и оксид углерода, содержащийся в реакционной среде и извлекаемый из первого реактора в состоянии, в котором он растворен в ней, может быть преобразован в уксусную кислоту во втором реакторе при помощи такого же карбонилирования, которое происходит в первом реакторе, что позволяет эффективно использовать и регенерировать с высокой степенью оксид углерода.The reaction solution from the carbonylation reactor contains unreacted starting materials, as well as components of the reaction medium, including the catalyst. US Pat. No. 5,672,744 proposes a method for producing acetic acid, which comprises carbonylating methanol with carbon monoxide in a carbonylation reactor (“first reactor”) in the presence of a reaction liquid including rhodium catalyst, methyl iodide, iodide salt, methyl acetate and water, while continuously removing the reaction liquid from the first reactor and introducing it into the flash zone to separate it into the evaporated part and the non-evaporated part, characterized in that between the first reactor and the flash zone the second reactor is installed. Methanol is carbonylated with carbon monoxide contained in the reaction medium in the state in which it is dissolved in the second reactor with a residence time in the reaction zone of 7 to 120 seconds at a temperature of 150 ° C to 250 ° C, and carbon monoxide contained in the reaction medium and extracted from the first reactor in the state in which it is dissolved in it, can be converted into acetic acid in the second reactor using the same carbonylation that occurs in the first reactor, which allows efficient use and regeneration with high degree of carbon monoxide.
Реакция карбонилирования является экзотермической, и тепло реакции должно регулироваться для контроля температур реакции. Тепло реакции обычно передают в испаритель вместе с реакционным раствором. Испаритель работает при более низком давлении, чем реактор карбонилирования, что приводит к снижению температуры реакции раствора.The carbonylation reaction is exothermic, and the heat of the reaction must be controlled to control reaction temperatures. The heat of reaction is usually transferred to the evaporator along with the reaction solution. The evaporator operates at a lower pressure than the carbonylation reactor, which leads to a decrease in the reaction temperature of the solution.
Тепло реакции также может быть рекуперировано. В патенте США 6175039 описано удаление тепла реакции из высокоэкзотермического процесса за счет использования парового котла, нагреваемого циркуляционным потоком. Тепло реакции может быть также передано в другие системы. В патенте США 6114576 раскрыт способ получения карбоновой кислоты в присутствии твердых частиц катализатора, в котором используют экзотермическое тепло реакции с высокой эффективностью при извлечении полученной карбоновой кислоты. Данный способ использует косвенный теплообмен для передачи тепла реакции другому потоку без необходимости использования дополнительного теплоносителя, такого как пар. В патенте США 7465823 предложен способ и система, в которых часть тепла, выработанного в ходе получения уксусной кислоты, передают в способ и систему получения и/или очистки винилацетата для облегчения получения и/или очистки винилацетатного продукта.The heat of reaction can also be recovered. US Pat. No. 6,176,039 describes the removal of reaction heat from a highly exothermic process by using a steam boiler heated by a circulation stream. The heat of reaction can also be transferred to other systems. US Pat. No. 6,114,576 discloses a method for producing a carboxylic acid in the presence of solid catalyst particles in which exothermic heat of reaction is used with high efficiency to recover the resulting carboxylic acid. This method uses indirect heat transfer to transfer the heat of the reaction to another stream without the need for additional coolant, such as steam. US Pat. No. 7,465,823 proposes a method and system in which part of the heat generated during the production of acetic acid is transferred to a method and system for producing and / or purifying vinyl acetate to facilitate the preparation and / or purification of a vinyl acetate product.
Специалистам в данной области станет понятно, что есть стимул и потребность в усовершенствовании существующих способов получения уксусной кислоты. Настоящее изобретение обеспечивает некоторые подобные усовершенствования. Все содержание и существо ссылок, рассмотренных в настоящем описании, включено в настоящее описание посредством ссылок.Specialists in this field will understand that there is a stimulus and need for improvement of existing methods for producing acetic acid. The present invention provides some of these improvements. All content and substance of the links discussed in the present description, is included in the present description by reference.
Краткое описание изобретенияSUMMARY OF THE INVENTION
Варианты осуществления настоящего изобретения представлены для усовершенствованных способов получения уксусной кислоты. В одном варианте осуществления настоящего изобретения представлен способ получения уксусной кислоты, включающий стадии взаимодействия оксида углерода, по меньшей мере, с одним реагентом в первом реакторе, содержащем реакционную среду, с получением реакционного раствора, содержащего уксусную кислоту, где, по меньшей мере, один реагент выбран из группы, состоящей из метанола, метилацетата, метилформиата, простого диметилового эфира и их смесей, и где реакционная среда содержит воду, уксусную кислоту, йодистый метил и катализатор; введения, по меньшей мере, части реакционного раствора во второй реактор с получением первого потока для рекуперации тепла; и введения первого потока для рекуперации тепла в первый реактор.Embodiments of the present invention are provided for improved methods for producing acetic acid. In one embodiment, the present invention provides a method for producing acetic acid, comprising the steps of reacting carbon monoxide with at least one reactant in a first reactor containing a reaction medium to obtain a reaction solution containing acetic acid, where at least one reactant selected from the group consisting of methanol, methyl acetate, methyl formate, dimethyl ether and mixtures thereof, and wherein the reaction medium contains water, acetic acid, methyl iodide and a catalyst; introducing at least a portion of the reaction solution into the second reactor to produce a first heat recovery stream; and introducing a first heat recovery stream into the first reactor.
В соответствии с другим вариантом осуществления настоящее изобретение относится к способу получения уксусной кислоты, включающему стадии осуществления взаимодействия оксида углерода, по меньшей мере, с одним реагентом в первом реакторе, содержащем реакционную среду, с получением реакционного раствора, содержащего уксусную кислоту, где, по меньшей мере, один реагент выбран из группы, состоящей из метанола, метилацетата, метилформиата, простого диметилового эфира и их смесей, и где реакционная среда содержит воду, уксусную кислоту, йодистый метил и катализатор; введения, по меньшей мере, части реакционного раствора во второй реактор с получением первого потока для рекуперации тепла и пропускания первого потока для рекуперации тепла через парогенератор.In accordance with another embodiment, the present invention relates to a method for producing acetic acid, comprising the steps of reacting carbon monoxide with at least one reactant in a first reactor containing a reaction medium to obtain a reaction solution containing acetic acid, wherein at least at least one reagent is selected from the group consisting of methanol, methyl acetate, methyl formate, dimethyl ether and mixtures thereof, and where the reaction medium contains water, acetic acid, iodis the first catalyst and methyl; introducing at least a portion of the reaction solution into the second reactor to obtain a first stream for heat recovery and passing the first stream for heat recovery through the steam generator.
В другом варианте осуществления изобретения предложен способ получения уксусной кислоты, включающий стадии осуществления взаимодействия оксида углерода, по меньшей мере, с одним реагентом в первом реакторе, содержащем реакционную среду, с получением реакционного раствора, содержащего уксусную кислоту, где, по меньшей мере, один реагент выбран из группы, состоящей из метанола, метилацетата, метилформиата, простого диметилового эфира и их смесей, и где реакционная среда содержит воду, уксусную кислоту, йодистый метил и катализатор; отделения, по меньшей мере, части реакционного раствора с получением первого потока для рекуперации тепла; отделения, по меньшей мере, части первого потока для рекуперации тепла и введения отделенной части первого потока для рекуперации тепла во второй реактор с получением второго потока для рекуперации тепла.In another embodiment, the invention provides a method for producing acetic acid, comprising the steps of reacting carbon monoxide with at least one reactant in a first reactor containing a reaction medium to obtain a reaction solution containing acetic acid, wherein at least one reactant selected from the group consisting of methanol, methyl acetate, methyl formate, dimethyl ether and mixtures thereof, and wherein the reaction medium contains water, acetic acid, methyl iodide and a catalyst; separating at least a portion of the reaction solution to produce a first heat recovery stream; separating at least a portion of the first heat recovery stream and introducing a separated portion of the first heat recovery stream into the second reactor to obtain a second heat recovery stream.
Дополнительные варианты осуществления изобретения относятся к системе получения уксусной кислоты, включающей первый реактор для осуществления взаимодействия оксида углерода, по меньшей мере, одного реагента и реакционной среды с получением первого реакционного раствора, содержащего уксусную кислоту; сепаратор для разделения реакционного раствора на множество производных потоков для рекуперации тепла и второй реактор для осуществления взаимодействия оксида углерода, по меньшей мере, одного реагента и реакционной среды с получением второго реакционного раствора, содержащего уксусную кислоту, и для рекуперации пара и/или тепла, по меньшей мере, из одного из потоков для рекуперации тепла, где, по меньшей мере, один реагент выбран из группы, состоящей из метанола, метилацетата, метилформиата, простого диметилового эфира и их смесей, и где реакционная среда содержит воду, уксусную кислоту, йодистый метил и катализатор.Additional embodiments of the invention relate to an acetic acid production system comprising a first reactor for reacting carbon monoxide of at least one reactant and a reaction medium to obtain a first reaction solution containing acetic acid; a separator for separating the reaction solution into a plurality of derivative streams for heat recovery and a second reactor for reacting the carbon monoxide of the at least one reactant and the reaction medium to obtain a second reaction solution containing acetic acid and for recovering steam and / or heat, at least one of the heat recovery streams, where at least one reagent is selected from the group consisting of methanol, methyl acetate, methyl formate, dimethyl ether and mixtures thereof, and where the reaction medium contains water, acetic acid, methyl iodide and a catalyst.
Краткое описание фигурBrief Description of the Figures
Настоящее изобретение может быть понято более полно при рассмотрении последующего детального описания различных вариантов осуществления изобретения в связи с прилагаемыми фигурами, где одинаковые номера обозначают одинаковые части.The present invention can be understood more fully when considering the following detailed description of various embodiments of the invention in connection with the accompanying figures, where the same numbers indicate the same parts.
На фиг. 1А представлена схема получения уксусной кислоты, имеющая циркуляционный реактор в соответствии с одним из вариантов осуществления настоящего изобретения.In FIG. 1A, an acetic acid production scheme is provided having a loop reactor in accordance with one embodiment of the present invention.
На фиг. 1В представлена схема получения уксусной кислоты, имеющая циркуляционный поток из реакционного раствора и циркуляционный реактор в соответствии с одним из вариантов осуществления настоящего изобретения.In FIG. 1B is a schematic diagram of the production of acetic acid having a circulation stream from a reaction solution and a circulation reactor in accordance with one embodiment of the present invention.
Подробное описание изобретенияDETAILED DESCRIPTION OF THE INVENTION
Настоящее изобретение относится к усовершенствованным способам получения уксусной кислоты. В частности, настоящее изобретение относится к рекуперации тепла реакции в циркуляционном реакторе или в реакторе с развитой поверхностью. Циркуляционный реактор предпочтительно расположен на линии бокового потока из реактора карбонилирования, и часть реакционного раствора из реактора карбонилирования загружают в циркуляционный реактор. Оксид углерода и реагент, выбранный из группы, состоящей из метанола, метилацетата, метилформиата, простого диметилового эфира и/или их смесей, предпочтительно загружают в циркуляционный реактор. В одном из вариантов осуществления изобретения циркуляционный реактор содержит только катализатор в реакционной среде, т.е. в циркуляционный реактор не вводят какой-либо дополнительный катализатор. Циркуляционный реактор может удлинить реакцию карбонилирования с получением дополнительного тепла реакции, которое может быть рекуперировано. В одном из вариантов осуществления изобретения степень конверсии реагентов в уксусную кислоту в циркуляционном реакторе может быть меньше, чем степень конверсии в реакторе карбонилирования метанола, например менее 80%, менее 50% или менее 20%.The present invention relates to improved methods for producing acetic acid. In particular, the present invention relates to the recovery of heat of reaction in a loop reactor or in a reactor with a developed surface. The circulation reactor is preferably located on the side stream line from the carbonylation reactor, and part of the reaction solution from the carbonylation reactor is charged to the circulation reactor. Carbon monoxide and a reagent selected from the group consisting of methanol, methyl acetate, methyl formate, dimethyl ether and / or mixtures thereof are preferably charged to a loop reactor. In one embodiment, the loop reactor contains only the catalyst in the reaction medium, i.e. no additional catalyst is introduced into the loop reactor. A circulation reactor can lengthen the carbonylation reaction to produce additional reaction heat, which can be recovered. In one embodiment of the invention, the degree of conversion of the reactants to acetic acid in the loop reactor may be less than the degree of conversion of methanol in the carbonylation reactor, for example, less than 80%, less than 50%, or less than 20%.
Продукт из циркуляционного реактора предпочтительно проходит через парогенератор с получением пара до введения в реактор карбонилирования. Тепло реакции в циркуляционном реакторе может быть рекуперировано парогенератором. Продукт из циркуляционного реактора может быть также охлажден при прохождении через один или более охлаждаемых водой теплообменников, таких как, например, трубчатый теплообменник с рубашкой, перед введением в реактор карбонилирования. Дополнительные теплообменники, охлаждаемые водой, могут также вырабатывать пар. В предпочтительных вариантах осуществления изобретения охлаждающая вода содержит высококачественную используемую в процессе воду, которая может выдерживать, с приемлемым уровнем понижением качества, нагрев до температуры приблизительно от 150°C до приблизительно 200°C. Данная перегретая используемая в процессе охлаждающая вода может производить пар в некоторых вариантах осуществления изобретения через емкость для разреженного испарения или в других вариантах осуществления изобретения при входе в другой теплообменник (например, теплообменник, где не образуется пар при контактном теплообмене). В некоторых вариантах осуществления изобретения в циркуляционном реакторе может образовываться уксусная кислота (помимо уксусной кислоты, образованной в реакторе карбонилирования). Данная дополнительная уксусная кислота может проходить через реактор карбонилирования и быть извлечена.The product from the loop reactor preferably passes through a steam generator to produce steam before introducing carbonylation into the reactor. The heat of reaction in a circulation reactor can be recovered by a steam generator. The product from the circulation reactor can also be cooled by passing through one or more water-cooled heat exchangers, such as, for example, a tubular heat exchanger with a jacket, before being introduced into the carbonylation reactor. Additional water-cooled heat exchangers can also generate steam. In preferred embodiments, the cooling water comprises high quality process water that can withstand, with an acceptable level of degradation, heating to a temperature of from about 150 ° C to about 200 ° C. This superheated cooling water used in the process can produce steam in some embodiments of the invention through a vacuum evaporation tank or in other embodiments of the invention when entering another heat exchanger (for example, a heat exchanger where steam does not form upon contact heat exchange). In some embodiments, acetic acid (in addition to the acetic acid formed in the carbonylation reactor) may form in the loop reactor. This additional acetic acid may pass through the carbonylation reactor and be recovered.
Помимо рекуперации тепла реакции в циркуляционном реакторе в определенных вариантах осуществления настоящего изобретения также обеспечивается возврат тепла реакции от реактора карбонилирования в одном или нескольких циркуляционных циклах. Циркуляционные циклы могут содержать один или несколько теплообменников. В предпочтительных вариантах осуществления изобретения циркуляционные циклы могут быть использованы для регулирования тепла реакции процесса карбонилирования.In addition to recovering the heat of the reaction in the loop reactor, in certain embodiments of the present invention, heat is also returned from the carbonylation reactor in one or more loop cycles. Circulation cycles may contain one or more heat exchangers. In preferred embodiments, the circulation cycles can be used to control the heat of reaction of the carbonylation process.
В некоторых вариантах осуществления изобретения конечная температура, обусловленная теплом реакции, выделяемом в циркуляционном реакторе, может быть больше, чем температура, обусловленная теплом реакции от циркуляционных циклов без циркуляционного реактора. Преимущественно, варианты осуществления настоящего изобретения могут приводить к увеличению количества и качества пара. Предпочтительно, образующийся пар имеет давление, т.е. качество пара, по меньшей мере, 4 бар, например, по меньшей мере, 5 бар или, по меньшей мере, 6 бар.In some embodiments, the final temperature due to the heat of reaction generated in the loop reactor may be greater than the temperature due to the heat of reaction from the loop cycles without the loop reactor. Advantageously, embodiments of the present invention can lead to an increase in the quantity and quality of steam. Preferably, the vapor generated has a pressure, i.e. a vapor quality of at least 4 bar, for example at least 5 bar or at least 6 bar.
Настоящее изобретение может быть применено в любом способе карбонилирования метанола. Типичные системы карбонилирования, которые могут быть использованы вместе с вариантами осуществления настоящего изобретения, включают такие, как описано в патентах США 7223886, 7005541, 6657078, 6339171, 5731252, 5144068, 5026908, 5001259, 4994608 и в патентных заявка США 2008/0287706, 2008/0293966, 2009/0107833, 2009/0270651, все содержание и существо которых включено в настоящее описание посредством ссылки. Система карбонилирования может включать секцию карбонилирования и секцию очистки. Любая подходящая секция очистки может быть использована в комбинации с любым из вариантов осуществления настоящего изобретения. Подходящие секции очистки описаны в патентах, на которые выше даны ссылки, и обычно включают колонну для легких фракций, осушительную колонну, одну или несколько колонн для удаления соединений, восстанавливающих перманганаты (PRC), защитные слои, очистители отходящих газов и/или колонны для тяжелых фракций.The present invention can be applied in any methanol carbonylation process. Typical carbonylation systems that may be used in conjunction with embodiments of the present invention include those described in US Pat. / 0293966, 2009/0107833, 2009/0270651, the entire contents and essence of which are incorporated into this description by reference. The carbonylation system may include a carbonylation section and a purification section. Any suitable cleaning section may be used in combination with any of the embodiments of the present invention. Suitable purification sections are described in the referenced patents and typically include a light column, a desiccant column, one or more columns for removing permanganate reducing compounds (PRC), protective layers, exhaust gas purifiers and / or heavy columns fractions.
Пример секции 101 карбонилирования показан на фиг.1А и 1B. Секция 101 карбонилирования включает сырьевой поток 103 оксида углерода, сырьевой поток 104 реагента, реактор 105 карбонилирования, который может также быть обозначен как «первый реактор», испаритель 106 мгновенного действия и блок 107 извлечения. Оксид углерода и, по меньшей мере, один реагент непрерывно подают с использованием сырьевых потоков 103 и 104, соответственно, в реактор 105 карбонилирования. Сырьевой поток 104 реагента может подавать, по меньшей мере, один реагент, выбранный из группы, состоящей из метанола, метилацетата, метилформиата, простого диметилового эфира и/или их смесей, в реактор 105. В предпочтительных вариантах осуществления изобретения сырьевой поток 104 реагента может подавать метанол и метилацетат. Необязательно, сырьевой поток 104 реагента может быть соединен с одной или более емкостями (не показаны), в которых хранятся свежие реагенты для процесса карбонилирования. Помимо этого может быть установлена емкость для хранения йодистого метила (не показана) и/или емкость для катализатора (не показана), соединенная с реактором 105 карбонилирования для подачи свежего йодистого метила и катализатора, как необходимо для поддержания условий реакции. В других вариантах осуществления изобретения метанол или его реакционное производное, подаваемое в реактор 105 карбонилирования, может находиться в виде очищенного метанола из другого места в системе или в виде продукта или побочного продукта из другой системы.An example of a
Один или более из рециркуляционных сырьевых потоков из секции 101 реакции могут быть направлены в реактор 105 через линию 108, и один или более рециркуляционных сырьевых потоков из секции очистки (не показан) могут быть направлены в реактор 105 через линию 109. Хотя на фиг.1А и 1B показаны два рециркуляционных сырьевых потока 108, 109, могут присутствовать многочисленные потоки, которые по отдельности подают в реактор 105. Как рассмотрено в настоящем описании, рециркуляционные сырьевые потоки 108 могут включать компоненты реакционной среды, а также осадочный и/или захваченный катализатор и уксусную кислоту.One or more of the recycle feed streams from the
В некоторых вариантах осуществления изобретения сырьевой поток 104 реагента включает метанол и/или его реакционные производные. Подходящие реакционные производные метанола включают метилацетат, простой диметиловый эфир, метилформиат и их смеси. В одном из вариантов осуществления изобретения смесь метанола и реакционных производных метанола используют в качестве реагента в способе по настоящему изобретению. Предпочтительно, в качестве реагентов используют метанол и/или метилацетат. По меньшей мере, часть метанола и/или его реакционных производных будет конвертироваться, и, следовательно, присутствовать в виде метилацетата в жидкой реакционной композиции посредством реакции с полученной уксусной кислотой или растворителем. Концентрация метилацетата в жидкой реакционной композиции находится предпочтительно в диапазоне от 0,5% масс. до 70% масс., например от 0,5% масс. до 50% масс. или от 1% масс. до 35% масс., от общей массы жидкой реакционной композиции.In some embodiments, the
Сырьевой поток 103 оксида углерода может быть по существу чистым или может содержать небольшие количества инертных примесей, таких как диоксид углерода, метан, азот, инертные газы, воду и C1-C4 парафиновые углеводороды. Концентрацию водорода первоначально в оксиде углерода и образованного in situ в результате реакции сдвига вода-газ предпочтительно удерживают низкой (например, при парциальном давлении менее 1 бар или парциальном давлении менее 0,5 бар), так как его присутствие может привести к образованию продуктов гидрирования. Парциальное давление оксида углерода в реакционной смеси составляет предпочтительно величину в диапазоне от 1 бар до 70 бар, например от 1 бар до 35 бар или от 1 бар до 15 бар.The carbon
В одном из вариантов осуществления изобретения в реакторе 105 карбонилирования метанол взаимодействует с оксидом углерода в однородной каталитической реакционной системе, включающей растворитель реакции, метанол и/или его реакционные производные, катализатор VIII группы, по меньшей мере, определенную концентрацию воды и необязательно йодистую соль.In one embodiment of the invention, in the
Подходящий катализатор VIII группы включает родиевые и/или иридиевые катализаторы. При использовании родиевого катализатора родиевый катализатор может быть добавлен в любой подходящей форме, так что родий находится в растворе катализатора в виде равновесной смеси, включающей [Rh(CO)2I2]-анион, что хорошо известно в данной области техники. Йодистые соли, необязательно содержащиеся в реакционных смесях для процессов, рассмотренных в настоящем описании, могут быть в форме растворимых солей щелочных металлов или щелочноземельных металлов, четвертичного аммония, фосфониевой соли или их смесей. В определенных вариантах осуществления изобретения каталитическим соускорителем является йодид лития, ацетат лития или их смеси. Сопромотор на основе соли может быть добавлен в виде не являющейся йодидом соли, которая будет образовывать йодистую соль. Йодистый стабилизатор катализатора может быть введен непосредственно в реакционную систему. Как вариант, йодистая соль может быть образована in situ в рабочих условиях реакционной системы, широкий диапазон не являющихся йодистыми солями предшественников будет взаимодействовать с йодистым метилом или йодистоводородной кислотой в реакционной среде с образованием соответствующего стабилизатора со-ускорителя на основе йодистой соли. Для дополнительных подробностей относительно родиевого катализатора и образования йодистой соли см. патенты США 5001259, 5026908, 5144068 и 7005541, содержание которых во всей полноте включено в настоящее описание посредством ссылки.Suitable Group VIII catalysts include rhodium and / or iridium catalysts. When using a rhodium catalyst, the rhodium catalyst can be added in any suitable form, so that the rhodium is in the solution of the catalyst in the form of an equilibrium mixture comprising the [Rh (CO) 2 I 2 ] anion, which is well known in the art. The iodide salts optionally contained in the reaction mixtures for the processes described herein may be in the form of soluble salts of alkali metals or alkaline earth metals, quaternary ammonium, phosphonium salt, or mixtures thereof. In certain embodiments, the catalytic co-accelerator is lithium iodide, lithium acetate, or mixtures thereof. A salt-based co-promoter may be added as a non-iodide salt, which will form an iodide salt. The iodine catalyst stabilizer can be introduced directly into the reaction system. Alternatively, the iodide salt can be formed in situ under the operating conditions of the reaction system, a wide range of non-iodide salts of the precursors will interact with methyl iodide or hydroiodic acid in the reaction medium to form the corresponding stabilizer of the co-accelerator based on iodine salt. For further details regarding the rhodium catalyst and the formation of iodide salt, see US patents 5001259, 5026908, 5144068 and 7005541, the contents of which are incorporated herein by reference in their entirety.
Когда используют иридиевый катализатор, иридиевый катализатор может включать любое содержащее иридий соединение, которое растворимо в жидкой реакционной композиции. Иридиевый катализатор может быть добавлен в жидкую реакционную композицию для реакции карбонилирования в любой подходящей форме, которая растворяется в жидкой реакционной композиции или переходит в растворимую форму. Например, подходящие содержащие иридий соединения, которые могут быть добавлены в жидкую реакционную композицию, включает IrCl3, IrI3, IrBr3, [Ir(CO)2I]2, [Ir(CO)2Cl]2, [Ir(CO)2Br]2, [Ir(CO)2I2]-H+, [Ir(CO)2Br2]-H+, [Ir(CO)2I4]-H+, [Ir(CH3)I3(CO)2]-H+, Ir4(CO)12, IrCl3·3H2O, IrBr3·3H2o, Ir4(CO)12, металлический иридий, Ir2O3, Ir(acac)(CO)2, Ir(acac)3, ацетат иридия, [Ir3O(OAc)6(H2O)3][OAc] и гексахлориридиевая кислота Η2IrCl6. Бесхлоридные комплексы иридия, такие как ацетаты, оксалаты и ацетоацетаты, обычно используют в качестве исходных материалов. Концентрация иридиевого катализатора в жидкой реакционной композиции может находиться в диапазоне от 100 до 6000 частей на миллион (ч./млн) по массе. Карбонилирование метанола с использованием иридиевого катализатора хорошо известно и в целом описано в патентах США 5942460, 5932764, 5883295, 5877348, 5877347 и 5696284, все содержание которых включено в настоящее описание посредством ссылки.When an iridium catalyst is used, the iridium catalyst may include any iridium-containing compound that is soluble in the liquid reaction composition. The iridium catalyst may be added to the liquid reaction composition for the carbonylation reaction in any suitable form, which dissolves in the liquid reaction composition or becomes a soluble form. For example, suitable iridium-containing compounds that can be added to the liquid reaction composition include IrCl 3 , IrI 3 , IrBr 3 , [Ir (CO) 2 I] 2 , [Ir (CO) 2 Cl] 2 , [Ir (CO ) 2 Br] 2 , [Ir (CO) 2 I 2 ] - H + , [Ir (CO) 2 Br 2 ] - H + , [Ir (CO) 2 I 4 ] - H + , [Ir (CH 3 ) I 3 (CO) 2 ] - H + , Ir 4 (CO) 12 , IrCl 3 · 3H 2 O, IrBr 3 · 3H 2 o, Ir 4 (CO) 12 , iridium metal, Ir 2 O 3 , Ir ( acac) (CO) 2 , Ir (acac) 3 , iridium acetate, [Ir 3 O (OAc) 6 (H 2 O) 3 ] [OAc] and hexachloridiric acid Η 2 IrCl 6 . Chloride-free iridium complexes, such as acetates, oxalates and acetoacetates, are usually used as starting materials. The concentration of the iridium catalyst in the liquid reaction composition may range from 100 to 6,000 ppm (ppm) by weight. Carbonylation of methanol using an iridium catalyst is well known and generally described in US Pat. Nos. 5,942,460, 5,932,764, 5,883,295, 5,877,348, 5,877,347 and 5,696,284, all of which are incorporated herein by reference.
Галогенный сокатализатор/промотор обычно используют в комбинации с компонентом катализатора на основе металла группы VIII. Метилйодид является предпочтительным галогенсодержащим ускорителем. Предпочтительно, концентрация галогенсодержащего ускорителя в жидкой реакционной композиции находится в диапазоне от 1% масс. до 50% масс., предпочтительно от 2% масс. до 30% масс.Halogen cocatalyst / promoter is usually used in combination with a Group VIII metal catalyst component. Methyl iodide is the preferred halogen-containing accelerator. Preferably, the concentration of the halogen-containing accelerator in the liquid reaction composition is in the range of 1% by weight. up to 50% of the mass., preferably from 2% of the mass. up to 30% of the mass.
Алкилгалогенидный укоритель может быть объединен со стабилизатором на основе соли/соединения соускорителя, которое может включать соли металлов группы IA или группы IIA, четвертичного аммоний, фосфониевую соль или их смеси. Особенно предпочтительными являются йодистые или ацетатные соли, например йодид лития или ацетат лития.The alkyl halide accelerator may be combined with a salt / compound accelerator salt stabilizer, which may include Group IA or Group IIA metal salts, Quaternary ammonium, phosphonium salt, or mixtures thereof. Especially preferred are iodide or acetate salts, for example lithium iodide or lithium acetate.
Как часть каталитической системы по настоящему изобретению могут быть использованы другие промоторы и сопромоторы, как описано в патенте США 5877348, содержание которого введено в настоящее описание посредством ссылки. Подходящие промоторы выбраны из рутения, осмия, вольфрама, рения, цинка, кадмия, индия, галлия, ртути, никеля, платины, ванадия, титана, меди, алюминия, олова, сурьмы и более предпочтительно выбраны из рутения и осмия. Конкретные сопромоторы описаны в патенте США 6627770, содержимое которого введено в настоящее описание ссылкой.As part of the catalyst system of the present invention, other promoters and co-promoters can be used, as described in US Pat. No. 5,877,348, the contents of which are incorporated herein by reference. Suitable promoters are selected from ruthenium, osmium, tungsten, rhenium, zinc, cadmium, indium, gallium, mercury, nickel, platinum, vanadium, titanium, copper, aluminum, tin, antimony, and more preferably selected from ruthenium and osmium. Specific co-promoters are described in US Pat. No. 6,627,770, the contents of which are incorporated herein by reference.
Промотор может присутствовать в эффективном количестве вплоть до предела его растворимости в жидкой реакционной композиции и/или любых жидких технологических потоках, повторно используемых в реакторе карбонилирования со стадии извлечения уксусной кислоты. При использовании промотор подходящим образом присутствует в жидкой реакционной композиции в молярном отношении промотора к металлическому катализатору от 0,5:1 до 15:1, предпочтительно от 261 до 10:1, более предпочтительно от 2:1 до 7,5:1. Подходящая концентрация промотора составляет от 400 до 5000 ч./млн по массе.The promoter may be present in an effective amount up to its solubility limit in the liquid reaction composition and / or any liquid process streams reused in the carbonylation reactor from the acetic acid recovery step. In use, the promoter is suitably present in the liquid reaction composition in a molar ratio of promoter to metal catalyst of from 0.5: 1 to 15: 1, preferably from 261 to 10: 1, more preferably from 2: 1 to 7.5: 1. A suitable promoter concentration is from 400 to 5,000 ppm by weight.
Вода может образовываться in situ в жидкой реакционной композиции, например в реакции этерификации между метанольным реагентом и полученной уксусной кислотой. В некоторых вариантах осуществления изобретения воду вводят в реактор 105 карбонилирования вместе или отдельно от других компонентов жидкой реакционной композиции. Вода может быть отделена от других компонентов реакционной композиции, выведенной из реактора, и может быть повторно использована в контролируемых количествах для поддержания требуемой концентрации воды в жидкой реакционной композиции. Предпочтительно, концентрация воды, поддерживаемая в жидкой реакционной композиции, находится в диапазоне от 0,1% масс. до 16% масс., например от 1% масс. до 14% масс. или от 1% масс. до 10% масс., от общей массы реакционной композиции.Water can be formed in situ in a liquid reaction composition, for example, in an esterification reaction between a methanol reagent and the resulting acetic acid. In some embodiments, water is introduced into the
В соответствии с предпочтительным способом карбонилирования по настоящему изобретению желательные скорости реакции достигаются даже при низких концентрациях воды путем сохранения в реакционной среде сложного эфира желательной карбоновой кислоты и спирта, желательно спирта, использованного при карбонилировании, и дополнительного йодид-иона, который избыточен и превышает йодид-ион, который присутствует в виде гидройодида. Примером предпочтительного сложного эфира является метилацетат. Дополнительным йодид-ионом является желательно йодистая соль, предпочтительно йодид лития. Было установлено, как описано в патенте США 5001259, что при низких концентрациях воды метилацетат и йодид лития действуют как промоторы скорости, только когда присутствуют относительно высокие концентрации каждого из данных компонентов, и что ускорение является более сильным, когда оба данных компонента присутствуют одновременно. Абсолютные концентрации йодид-иона не являются ограничением применимости настоящего изобретения.According to the preferred carbonylation method of the present invention, the desired reaction rates are achieved even at low concentrations of water by maintaining the ester of the desired carboxylic acid and alcohol, preferably the alcohol used in the carbonylation, and additional iodide ion that is excessive and exceeds iodide in the reaction medium. an ion that is present as a hydroiodide. An example of a preferred ester is methyl acetate. An additional iodide ion is preferably an iodide salt, preferably lithium iodide. It has been found, as described in US Pat. No. 5,001,259, that at low concentrations of water, methyl acetate and lithium iodide act as speed promoters only when relatively high concentrations of each of these components are present, and that acceleration is stronger when both of these components are present simultaneously. Absolute concentrations of iodide ion are not a limitation on the applicability of the present invention.
Как показано на фиг.1A и 1B, реактор 105 карбонилирования представляет предпочтительно емкость с перемешиванием (например, корпусной реактор с непрерывным перемешиванием (CSTR) или емкость типа барботажной колонны с или без перемешивающего устройства (перемешивающее устройство не показано)), внутри которой находится реакционная среда, предпочтительно, автоматически, на заранее установленном уровне. Данный заранее установленный уровень может оставаться по существу постоянным во время нормальной работы. В реактор 105 карбонилирования могут непрерывно вводить метанол, оксид углерода и достаточное количество воды, как необходимо, чтобы поддерживать, по меньшей мере, определенную концентрацию воды в реакционной среде. В одном из вариантов осуществления изобретения оксид углерода (например, в газообразном состоянии) непрерывно вводят в реактор 105 карбонилирования. Поток 103 исходного оксида углерода вводят со скоростью, достаточной для поддержания желательного общего давления в реакторе. Температура реактора 105 карбонилирования может контролироваться при использовании циркуляционного реактора и/или циркуляционных циклов, как проиллюстрировано в вариантах осуществления изобретения, показанных на фиг.1A и 1B.As shown in FIGS. 1A and 1B, the
Уксусную кислоту обычно получают жидкофазной реакцией при температуре приблизительно от 160°С до приблизительно 220°С и общем давлении приблизительно от 20 бар до приблизительно 50 бар. В некоторых вариантах осуществления настоящего изобретения реактор 105 карбонилирования работает при температуре приблизительно от 150°С до приблизительно 250°С, например от 155°С до 235°С или от 160°С до 220°С. Конкретные варианты осуществления настоящего изобретения относятся к способам синтеза уксусной кислоты, при которых реакцию карбонилирования осуществляют при температурах, повышенных более чем до приблизительно 190°С. Обычно температуры реакции карбонилирования составляют приблизительно от 190°С до приблизительно 225°С, включая приблизительно от 200°С до приблизительно 220°С. Повышенная температура реакции может приводить к ускорению снижения концентрации катализатора в реакторе и увеличению выхода продукта. Давление реакции карбонилирования составляет предпочтительно от 10 до 200 бар, более предпочтительно от 10 до 100 бар и наиболее предпочтительно от 15 до 50 бар.Acetic acid is usually obtained by a liquid phase reaction at a temperature of from about 160 ° C to about 220 ° C and a total pressure of from about 20 bar to about 50 bar. In some embodiments, implementation of the present invention, the
В обычных процессах карбонилирования оксид углерода непрерывно вводят в реактор карбонилирования, предпочтительно, через распределитель и желательно ниже перемешивающего устройства, которое может быть использовано для перемешивания содержимого реактора. Газообразное сырье предпочтительно тщательно диспергируют в реакционной жидкости данным перемешивающим устройством. В предпочтительных вариантах осуществления настоящего изобретения продувочный поток 110 газ/пар выпускают из реактора 105 карбонилирования, чтобы, по меньшей мере, предотвратить отложение газообразных побочных продуктов, инертных соединений и поддержать заданное парциальное давление оксида углерода при данном общем давлении в реакторе. Температуру реактора 105 карбонилирования можно регулировать и сырьевой оксид углерода можно вводить со скоростью, достаточной для поддержания желательного общего давления в реакторе. Газообразный продувочный поток 100 может быть очищен уксусной кислотой и/или метанолом в блоке 107 извлечения для извлечения компонентов с низкой температурой кипения. В некоторых вариантах осуществления изобретения газообразный продувочный поток 110 может быть сконденсирован и направлен в блок 107 извлечения, что может вернуть низкокипящие компоненты 111 в верхнюю часть реактора 105. Низкокипящие компоненты 111 могут включать метилацетат или йодистый метил. Оксид углерода в газообразном продувочном потоке 110 может быть очищен на линии 112 или направлен по линии 112' в основание испарителя 106 для увеличения стабильности родия.In conventional carbonylation processes, carbon monoxide is continuously introduced into the carbonylation reactor, preferably through a distributor and preferably below a mixing device that can be used to mix the contents of the reactor. The gaseous feed is preferably carefully dispersed in the reaction liquid with this mixing device. In preferred embodiments of the present invention, a gas /
Продукт карбонилирования выводят из реактора 105 карбонилирования со скоростью, достаточной для поддержания постоянного уровня в последнем, и направляют в испаритель 106 с реакционным раствором 113. Реакционный раствор 113 является предпочтительно жидким потоком. В общем, так как реакционный раствор 113 выводят из реактора 105 карбонилирования, температура реакционного раствора 113 может составлять приблизительно от 150°С до приблизительно 250°С. В испарителе 106, по меньшей мере, часть продукта карбонилирования отделяют на стадии мгновенной испарительной сепарации с получением потока 114 неочищенного продукта, включающего уксусную кислоту, и рециркуляционного потока 115 катализатора, включающего раствор, содержащий катализатор, который предпочтительно повторно подают в реактор 105 карбонилирования через поток 108. Раствор, содержащий катализатор, главным образом содержит уксусную кислоту, родиевый катализатор и йодистую соль, наряду с меньшими количествами метилацетата, йодистого метила и воды, как рассмотрено выше. В некоторых вариантах осуществления изобретения поток 114 неочищенного продукта направляют в секцию очистки (не показана) для извлечения уксусной кислоты. Один или более рециркуляционных потоков из секции очистки могут быть возвращены в реактор 105 карбонилирования через линию 109.The carbonylation product is withdrawn from the
На фиг.1A и 1B часть реакционного раствора 113 выводят через линию 121 и направляют в циркуляционный реактор 122, обозначенный также как «второй реактор». Скорость потока выводимого реакционного раствора 113 или «скорость вывода» является функцией скорости производства и может меняться. В некоторых вариантах осуществления изобретения скорость вывода регулируют по уровню в реакторе. В некоторых вариантах осуществления изобретения количество выведенного реакционного раствора 113, введенного в циркуляционный реактор 122 через линию 121, может составлять от 20% до 100%. В момент запуска реактора 105 карбонилирования предпочтительно, чтобы приблизительно 100% реакционного раствора 113 было направлено в циркуляционный реактор 122 и возвращено в реактор 105. Циркуляционный реактор 122 используют (при помощи теплообменника) для нагрева (с использованием пара) реакционного раствора. В некоторых вариантах осуществления запуска реактора небольшое количество оксида углерода (CO) вводят через циркуляционный реактор 122 (например, часть потока 123, который представляет CO). Однако во время запуска циркуляционный реактор 122 не вводит активно метанол или метилацетат. При расчетной скорости, установившемся режиме, предпочтительно, чтобы менее 50% реакционного раствора 113 было направлено в циркуляционный реактор 122 (т.е. в систему одного цикла циркуляционного реактора). В некоторых вариантах осуществления изобретения менее 25%, например менее 20%, реакционного раствора 113 может быть введено в циркуляционный реактор 122. Однако введение меньших количеств может снизить количество пара, которое может быть образоваться. В других вариантах осуществления изобретения конфигурация системы получения уксусной кислоты может включать две или более замкнутые системы циркуляционного реактора. Например, приблизительно 70% реакционного раствора 113 может быть направлено в две замкнутые системы циркуляционного реактора, где каждый замкнутый контур циркуляционного реактора получает приблизительно половину реакционного раствора 113.1A and 1B, a portion of the
Циркуляционный реактор 122 может представлять собой реакционную трубу, трубчатый реактор, реактор с псевдоожиженным слоем или CSTR. В предпочтительном варианте осуществления изобретения циркуляционный реактор 122 представляет собой трубчатый реактор постоянного диаметра. Корпус реактора может состоять из любого подходящего материала, известного в данной области техники, например никель-молибденового сплава, такого как сплав HASTELLOY™ B-3™ (Haynes International), или циркониевого сплава, такого как сплав Zirc™ 702 (United Titanium Inc.). В соответствии с различными вариантами осуществления изобретения циркуляционный реактор 122 может содержать средства улучшения смешивания, такие как, например, перегородки, насадки, распределители, трубка(и) Вентури и многочисленные проходы.The
Часть реакционного раствора 113 на линии 121 может быть аликвотной частью и может включать один или несколько катализаторов, растворенный оксид углерода, один или несколько реагентов, воду и галогенные промоторы. Остаточный катализатор из реактора 105 карбонилирования предпочтительно катализирует реакцию в циркуляционном реакторе 122. Помимо части реакционного раствора на линии 121, часть сырьевого потока 103 оксида углерода может быть загружена в циркуляционный реактор 122 через линию 123. В некоторых вариантах осуществления изобретения оксид углерода с линии 123 может быть подан в циркуляционный реактор 122 контролируемым образом в количестве, которое составляет приблизительно от 0,1 до приблизительно 10% от общей массы оксида углерода, загружаемого в реактор 105 карбонилирования, и более предпочтительно приблизительно от 0,5% до 5%.Part of the
Часть сырьевого потока 104 реагентов может также быть загружена в циркуляционный реактор 122 через линию 124. В определенных вариантах осуществления настоящего изобретения процентная доля метанола в части 121, загружаемой в циркуляционный реактор 122, изменяется в зависимости от степени конверсии метанола в уксусную кислоту. В одном из вариантов осуществления изобретения процентная доля реагентов в сырье, подаваемом через линию 124 в циркуляционный реактор 122, составляет от 0,1% до 10% от общего количества реагентов, подаваемых в систему, например от 0,2% до 5% или от 0,25% до 2,5%. В предпочтительных вариантах осуществления изобретения дополнительные реагенты могут быть загружены через линию 124 в циркуляционный реактор 122. В одном из вариантов осуществления изобретения метанол подают в циркуляционный реактор 122 в качестве реагента. Реагенты на линии 124 могут быть загружены в циркуляционный реактор 122 контролируемым образом в количестве приблизительно от 0,1 до 10% от общего количества реагентов, загружаемых в реактор 105 карбонилирования, более предпочтительно приблизительно от 0,5% до 5%. Реагенты на линии 124 могут быть предварительно нагреты до подачи в циркуляционный реактор 122.A portion of the
В одном из вариантов осуществления изобретения реагенты, загружаемые в реактор 122 с циркуляционным насосом, могут быть обеспечены одним или несколькими очистителями отходящих газов. Очистители отходящих газов могут использовать метанол для удаления из отходящих газов низкокипящих компонентов, таких как метилйодид. Без привязки к какой-либо теории авторы изобретения полагают, что дополнительный метилйодид может быть использован для ускорения реакции в циркуляционном реакторе 122.In one embodiment of the invention, the reagents charged to the circulating
Сырьевые материалы, которые включают линии 121, 123 и 124, в реакции в условиях циркуляции имеют время пребывания в зоне реакции приблизительно от 0,2 секунд до 120 секунд, например от 1 секунды до 90 секунд или от 10 секунд до 60 секунд. Как использовано в настоящем описании, «время пребывания» для реакции в условиях циркуляции относится к промежутку времени от момента введения сырьевых материалов в циркуляционный реактор 122 до выхода из парогенератора 126. Следует понимать, что реакция в циркуляционном реакторе может продолжаться также, когда продукт введен в реактор 105 карбонилирования.Raw materials, which include
В предпочтительных вариантах осуществления настоящего изобретения циркуляционный реактор 122 работает при более высокой температуре, чем реактор 105 карбонилирования. В одном из вариантов осуществления настоящего изобретения циркуляционный реактор 122 работает при температуре, по меньшей мере, на 5°С выше, чем реактор 105 карбонилирования, и более предпочтительно при температуре выше приблизительно на 10°С. В конкретных вариантах осуществления настоящего изобретения циркуляционный реактор 122 работает при температуре приблизительно от 150°С до приблизительно 250°С, например от 155°С до 235°С или от 160°С до 225°С. В дополнительных вариантах осуществления настоящего изобретения циркуляционный реактор 122 работает при абсолютном давлении приблизительно от 15 атмосфер до приблизительно 50 атмосфер.In preferred embodiments of the present invention, the
Реакция в циркуляционном реакторе 122 является экзотермической. Экзотермическое тепло реакции в циркуляционном реакторе 122, как рассчитано по стандартному количеству тепла при образовании газообразного оксида углерода, жидкого метанола и жидкой уксусной кислоты, зависит от количества полученной уксусной кислоты и расчетных долей. Температура, являющаяся результатом действия тепла реакции, выделившегося в циркуляционном реакторе 122, может быть снижена, и тепло, следовательно, может быть рекуперировано парогенератором 126. Парогенератор 126 может быть напрямую соединен или соединен близко с циркуляционным реактором 122 таким образом, что тепло реакции может быть эффективно извлечено. В некоторых вариантах осуществления настоящего изобретения циркуляционный реактор 122 может включать реакторную секцию и секцию парогенератора. Парогенератор 126 образует пар, который может быть использован для приведения в работу других систем в процессе карбонилирования или других химических блоков, таких как, например, блоки получения ангидрида и/или блоки сложных эфиров. Поток 127 для рекуперации тепла выходит из парогенератора 126 при пониженной температуре, но при температуре не ниже, чем температура реакции карбонилирования (например, от 160°С до 190°С). В некоторых вариантах осуществления изобретения реакция в циркуляционном реакторе может продолжаться и после парогенератора 126. В предпочтительных вариантах осуществления изобретения количество пара может находиться в диапазоне от 3 до 30 тонн/час, и качество пара может находиться в диапазоне от 4 до 13 бар манометрических. Количество пара, образуемого парогенератором 126, может изменяться в зависимости от потока из циркуляционного реактора 122 и сетевого изменения температуры от экзотермической реакции в циркуляционном реакторе 122 через парогенератор 126, а также от качества образующегося пара. Поток 127 для рекуперации тепла может быть введен в верхнюю секцию реактора 105 карбонилирования и предпочтительно введен выше точки, в которой выводят реакционный раствор 113. Поток 127 для рекуперации тепла может включать один или более соединений, включающих уксусную кислоту, метилйодид, метилацетат, непрореагировавший метанол, воду, оксид углерода и остаточный катализатор. В одном из вариантов осуществления настоящего изобретения поток 127 для рекуперации тепла может содержать более высокую концентрацию уксусной кислоты, чем часть 121, загружаемая в циркуляционный реактор 122.The reaction in the
Несмотря на то, что не показано, поток 127 для рекуперации тепла может проходить через один или несколько теплообменников, таких как, например, теплообменник с охлаждающей водой. Предпочтительно, данные теплообменники могут регулировать тепло реакции в реакторе 105. В некоторых вариантах осуществления настоящего изобретения данные дополнительные теплообменники образуют некоторое количество пара.Although not shown,
На фиг.1B представлена схема другого варианта осуществления настоящего изобретения. Как показано на фиг.1B, часть реакционного раствора 113 выводят по линии 130. Как рассмотрено выше для фиг.1A, количество выводимого реакционного раствора 113 может меняться. Подпорция на линии 131 может быть взята с линии 130 и может циркулировать по замкнутому контуру через теплообменник 132 и возвращаться в реактор 105 карбонилирования через поток 133 теплоносителя. Несмотря на то, что на фиг.1B показан один замкнутый контур, может быть предусмотрено множество замкнутых контуров, каждый из которых имеет один или несколько теплообменников. В одном из вариантов осуществления изобретения подпорция 131 входит в теплообменник 132 при температуре приблизительно от 160°С до приблизительно 250°С (например, от 160°С до 235°С или от 160°С до 220°С) и выходит из теплообменника 132 как поток 133 для рекуперации тепла при температуре ниже температуры реакции карбонилирования (например, ниже приблизительно 155°С или от 30°С до 150°С).1B is a diagram of another embodiment of the present invention. As shown in FIG. 1B, a portion of the
Теплообменник 132 предпочтительно регулирует теплоту реакции в реакторе 105 карбонилирования. Предпочтительно теплообменник 132 является теплообменником с охлаждающей водой, который обеспечивает корректирующее охлаждение для удаления теплоты реакции из реактора 105 карбонилирования. Помимо этого теплообменник 132 может также давать пар. В других вариантах осуществления изобретения теплообменник 132 может быть использован для обеспечения тепла в реакторе 105 карбонилирования в момент запуска процесса. Поток 133 для рекуперации тепла может быть введен в верхнюю часть реактора 105 карбонилирования и предпочтительно введен выше точки, в которой выводят реакционный раствор 113. Несмотря на то что на фиг.1B показано извлечение одной части реакционного раствора (т.е. подпорции 131), могут извлекаться многочисленные части и по отдельности подаваться в циркуляционный реактор 122 и в теплообменник 132.The
Другая подпорция с линии 134 может быть подана в циркуляционный реактор 122, как описано выше и проиллюстрировано на фиг.1B. Соотношение расходов между подпорцией 131 и подпорцией 134 составляет предпочтительно от 10:1 до 1:10, например от 5:1 до 1:5 или от 2:1 до 1:2. Данное соотношение может меняться в зависимости от необходимости регулировать теплоту реакции в реакторе 105 карбонилирования и необходимости получать дополнительный пар при помощи парогенератора 126. Не смотря на то, что не показано на фиг.1B, в некоторых вариантах осуществления изобретения может быть использован один или несколько вентилей, регуляторов или насосов для регулирования расхода жидкости на линии 130 между подпорцией 131 и подпорцией 134. Это может обеспечить прохождение большего расхода через циркуляционный реактор 122, чтобы сдвинуть дополнительную рекуперацию тепла, при необходимости, в замкнутый контур. Хотя не показано на фиг.1A или 1B, в некоторых вариантах осуществления настоящего изобретения комбинация ручных и автоматических изолирующих вентилей в циркуляционных замкнутых контурах позволяет независимо изолировать один замкнутый контур (например, для обслуживания), в то время как другой(ие) замкнутый(е) контур(ы) и реактор 105 карбонилирования продолжают работать. Помимо этого в различных вариантах осуществления настоящего изобретения может присутствовать один или несколько дополнительных теплообменников или охладителей в различных местах системы (например, один или несколько дополнительных охладителей может быть расположено на линии потока 108 повторного используемого сырья).Another sub-port from
Относительное количество уксусной кислоты в потоке 127 для рекуперации тепла из циркуляционного реактора 122 является функцией времени пребывания в зоне реакции. В одном из вариантов осуществления настоящего изобретения относительно количество уксусной кислоты в потоке 127 для рекуперации тепла из циркуляционного реактора 122 может быть, по меньшей мере, на 0,5% больше, чем количество уксусной кислоты в потоке 133 для рекуперации тепла, и более предпочтительно больше на 2,5% и более. С точки зрения диапазонов, относительно количество уксусной кислоты в потоке 127 для рекуперации тепла составляет на от 1% до 10% больше, чем в потоке 133 для рекуперации тепла.The relative amount of acetic acid in
Такие параметры, как время пребывания в циркуляционном замкнутом контуре и измеренные температуры, расход(ы) и/или измеренные давления при контролируемом увеличении расходов исходного материала, могут быть оптимизированы для желательной конфигурации. В некоторых вариантах осуществления настоящего изобретения второй реактор расположен выше по потоку от места образования потока для рекуперации тепла (теплообменника). Данная конфигурация будет обеспечивать более высокое качество (давление) пара и/или большее количество пара со стадии рекуперации тепла из одного или нескольких теплообменников (парогенераторов) в циркуляционном замкнутом контуре, чем то, которое может быть получено при общей среднемассовой температуре реактора.Parameters such as the residence time in the circulating closed loop and the measured temperatures, flow rate (s) and / or measured pressures with a controlled increase in the flow rates of the starting material can be optimized for the desired configuration. In some embodiments of the present invention, the second reactor is located upstream of the formation of the stream for heat recovery (heat exchanger). This configuration will provide higher quality (pressure) of the steam and / or more steam from the stage of heat recovery from one or more heat exchangers (steam generators) in a closed loop circuit than that which can be obtained at the total average mass temperature of the reactor.
Для ясности, не все отличительные признаки реального воплощения способов, которые используются для карбонилирования метанола в уксусную кислоту, рассмотрены в настоящем описании изобретения. Специалистам в данной области техники будет понятно, что при разработке любого реального варианта осуществления изобретения должны быть применены многочисленные решения конкретно для данного воплощения, чтобы достичь конкретных целей, таких как соответствие системным или коммерческим требованиям, которые будут меняться от одного варианта осуществления к другому. Более того, будет понятно, что подобные усилия при разработке могут быть сложными и затратными по времени, но несмотря на это будут рутинными для специалистов в данной области, обладающих знанием преимуществ настоящего изобретения.For clarity, not all of the distinguishing features of the actual embodiment of the methods that are used for carbonylation of methanol to acetic acid are discussed herein. Those skilled in the art will understand that when developing any real embodiment of the invention, numerous solutions must be applied specifically for this embodiment in order to achieve specific goals, such as meeting system or commercial requirements, which will vary from one embodiment to another. Moreover, it will be understood that such development efforts can be complex and time consuming, but nevertheless will be routine for those skilled in the art having knowledge of the advantages of the present invention.
Для того чтобы описанное в настоящем описании изобретение было лучше понято, ниже приведены неограничивающие примеры. Нижеследующие примеры описывают различные варианты осуществления способов по настоящему изобретению.In order that the invention described in the present description be better understood, non-limiting examples are given below. The following examples describe various embodiments of the methods of the present invention.
Пример 1Example 1
Используя модель, имитирующую активную зону реактора, определяли экзотермическую теплоту реакции в циркуляционном реакторе на основе количества метанола в потоке для циркуляционного реактора. В таблице 1 показано, что при увеличении % масс. метанола в потоке для циркуляционного реактора (из части реакционного раствора из реактора карбонилирования) температура выходящего из циркуляционного реактора потока увеличивается, как и общее изменение температуры (ΔT). Данное увеличение будет инициировано в точке(ах) введения метанола в раствор для циркуляционного реактора. Как использовано в примерах 1 и 2, выражение «изменение температуры» не ограничивается только колебаниями температуры, а скорее является выражением эквивалентной энергии как теплосодержания, добавленной к циркуляционному потоку.Using a model simulating the reactor core, the exothermic heat of reaction in the loop reactor was determined based on the amount of methanol in the loop reactor stream. Table 1 shows that with increasing% of the mass. methanol in the flow for the circulation reactor (from part of the reaction solution from the carbonylation reactor), the temperature of the stream leaving the circulation reactor increases, as does the total temperature change (ΔT). This increase will be initiated at the point (s) of the introduction of methanol into the solution for the circulation reactor. As used in examples 1 and 2, the expression “temperature change” is not limited only to temperature fluctuations, but rather is an expression of equivalent energy as heat content added to the circulation flow.
Как показано выше в таблице 1, когда 0,33% от общего объема потока в циркуляционный реактор составляет метанол, изменение температуры как эквивалента добавленного теплосодержания составляет приблизительно 5°С.As shown in Table 1 above, when 0.33% of the total flow to the loop reactor is methanol, the temperature change as the equivalent of the added heat content is approximately 5 ° C.
Пример 2Example 2
Используя модель, имитирующую активную зону реактора, показали, что экзотермическая реакция в циркуляционном реакторе достигает фактического увеличения пара, на основе стандартного качества пара 7,5 кг/см2г. По мере увеличения изменения температуры и увеличения скорости выходящего потока, проходящего через теплообменник, количество полученного пара также увеличивалось. Моделировали различные прогоны при общем расходе через циркуляционный реактор 800 тонн в час (TPH), 600 TPH и 400 TPH.Using a model simulating the reactor core, it was shown that the exothermic reaction in the circulation reactor achieves an actual increase in steam, based on the standard steam quality of 7.5 kg / cm 2 g. As the temperature changes and the speed of the outgoing stream passing through the heat exchanger increases, the amount of steam produced also increased. Various runs were simulated at a total flow rate of 800 tons per hour (TPH), 600 TPH and 400 TPH through a loop reactor.
Как показано в таблице 2, общий расход (например, 800 TPH, 600 TPH или 400 TPH) определяет фактическое увеличение при получении пара в расчете на ту же площадь теплообменника. Пока изменение температуры продолжает расти, будет продолжаться увеличение фактического объема производства пара. Это является функцией времени пребывания в зоне реакции, а также физического размера (площади) парогенератора 126 по сравнению с теплообменником 132.As shown in table 2, the total flow rate (for example, 800 TPH, 600 TPH or 400 TPH) determines the actual increase in steam production, based on the same area of the heat exchanger. As temperature changes continue to increase, the actual steam production will continue to increase. This is a function of the residence time in the reaction zone, as well as the physical size (area) of the
Хотя настоящее изобретение описано в деталях, специалисты в данной области легко поймут возможность модификаций в рамках существа и объема притязаний настоящего изобретения. Помимо этого следует понимать, что аспекты настоящего изобретения и части различных вариантов его осуществления и различные отличительные признаки, перечисленные ниже и/или в прилагаемой формуле изобретения, могут быть объединены или взаимно заменены в целом или отчасти. Более того, специалисты в данной области оценят, что вышеприведенное описание является только примером и не предназначено для ограничения настоящего изобретения.Although the present invention has been described in detail, those skilled in the art will readily appreciate the possibility of modifications within the spirit and scope of the present invention. In addition, it should be understood that aspects of the present invention and parts of various embodiments and various distinguishing features listed below and / or in the appended claims may be combined or mutually replaced in whole or in part. Moreover, those skilled in the art will appreciate that the above description is only an example and is not intended to limit the present invention.
Claims (12)
осуществления взаимодействия оксида углерода, по меньшей мере, с одним реагентом в первом реакторе, содержащем реакционную среду, с получением реакционного раствора, содержащего уксусную кислоту,
где, по меньшей мере, один реагент выбран из группы, состоящей из метанола, метилацетата, метилформиата, простого диметилового эфира и их смесей, и
где реакционная среда содержит воду, уксусную кислоту, йодистый метил и катализатор;
введения, по меньшей мере, части реакционного раствора во второй реактор для получения тепла от реакции и рекуперации тепла из второго реактора с получением первого потока для рекуперации тепла; и
введения первого потока для рекуперации тепла в первый реактор.1. A method of producing acetic acid, comprising the steps of:
the interaction of carbon monoxide with at least one reagent in the first reactor containing the reaction medium, to obtain a reaction solution containing acetic acid,
where at least one reagent is selected from the group consisting of methanol, methyl acetate, methyl formate, dimethyl ether and mixtures thereof, and
where the reaction medium contains water, acetic acid, methyl iodide and a catalyst;
introducing at least a portion of the reaction solution into the second reactor to obtain heat from the reaction and recovering heat from the second reactor to obtain a first heat recovery stream; and
introducing a first heat recovery stream into the first reactor.
отделения части реакционного раствора;
введения отделенной части в теплообменник с получением второго потока для рекуперации тепла; и
введения второго потока для рекуперации тепла в первый реактор.3. The method of claim 1, further comprising the steps of:
separating part of the reaction solution;
introducing the separated part into the heat exchanger to obtain a second stream for heat recovery; and
introducing a second stream for heat recovery into the first reactor.
первый реактор для осуществления взаимодействия оксида углерода, по меньшей мере, одного реагента и реакционной среды для получения первого реакционного раствора, содержащего уксусную кислоту;
разделитель для разделения первого реакционного раствора на множество производных потоков для рекуперации тепла; и
второй реактор для осуществления взаимодействия оксида углерода, по меньшей мере, одного реагента и реакционной среды для получения первого потока для рекуперации тепла,
парогенератор для рекуперации пара/или тепла из первого потока для рекуперации тепла,
где, по меньшей мере, один реагент выбран из группы, состоящей из метанола, метилацетата, метилформиата, простого диметилового эфира или их смеси, и
где реакционная среда содержит воду, уксусную кислоту, йодистый метил и катализатор, и
где второй реактор представляет собой циркуляционный реактор, расположенный на линии бокового потока из первого реактора. 12. The system for producing acetic acid according to the method according to one of claims. 1-11, including:
a first reactor for reacting the carbon monoxide of the at least one reactant and the reaction medium to obtain a first reaction solution containing acetic acid;
a separator for separating the first reaction solution into multiple derivative streams for heat recovery; and
a second reactor for reacting the carbon monoxide of the at least one reactant and the reaction medium to produce a first heat recovery stream,
a steam generator for recovering steam / or heat from a first heat recovery stream,
where at least one reagent is selected from the group consisting of methanol, methyl acetate, methyl formate, dimethyl ether or a mixture thereof, and
where the reaction medium contains water, acetic acid, methyl iodide and a catalyst, and
where the second reactor is a circulation reactor located on the side stream line from the first reactor.
Applications Claiming Priority (3)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| US12/890,383 | 2010-09-24 | ||
| US12/890,383 US8530696B2 (en) | 2010-09-24 | 2010-09-24 | Pump around reactor for production of acetic acid |
| PCT/US2011/051168 WO2012039973A1 (en) | 2010-09-24 | 2011-09-12 | Pump around reactor for production of acetic acid |
Publications (2)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| RU2013118697A RU2013118697A (en) | 2014-10-27 |
| RU2584422C2 true RU2584422C2 (en) | 2016-05-20 |
Family
ID=44675835
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| RU2013118697/04A RU2584422C2 (en) | 2010-09-24 | 2011-09-12 | Loop reactor for producing acetic acid |
Country Status (15)
| Country | Link |
|---|---|
| US (2) | US8530696B2 (en) |
| EP (1) | EP2621880B1 (en) |
| JP (1) | JP5960143B2 (en) |
| CN (1) | CN103201247B (en) |
| AR (1) | AR083101A1 (en) |
| BR (1) | BR112013006963B1 (en) |
| CA (1) | CA2812700C (en) |
| ES (1) | ES2832198T3 (en) |
| HK (1) | HK1187329A1 (en) |
| MX (1) | MX345481B (en) |
| RS (1) | RS61426B1 (en) |
| RU (1) | RU2584422C2 (en) |
| SG (1) | SG189059A1 (en) |
| TW (1) | TWI634103B (en) |
| WO (1) | WO2012039973A1 (en) |
Families Citing this family (12)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US8563773B2 (en) | 2010-12-16 | 2013-10-22 | Celanese International Corporation | Eductor-based reactor and pump around loops for production of acetic acid |
| US9663437B2 (en) * | 2011-09-13 | 2017-05-30 | Celanese International Corporation | Production of acetic acid with high conversion rate |
| WO2016054608A1 (en) | 2014-10-02 | 2016-04-07 | Celanese International Corporation | Process for producing acetic acid |
| US9487464B2 (en) | 2015-01-30 | 2016-11-08 | Celanese International Corporation | Processes for producing acetic acid |
| US9561994B2 (en) | 2015-01-30 | 2017-02-07 | Celanese International Corporation | Processes for producing acetic acid |
| US9505696B2 (en) | 2015-02-04 | 2016-11-29 | Celanese International Corporation | Process to control HI concentration in residuum stream |
| US10807935B2 (en) | 2018-11-02 | 2020-10-20 | Celanese International Corporation | Process for continuous acetic acid production |
| WO2021202270A1 (en) | 2020-04-01 | 2021-10-07 | Celanese International Corporation | Processes for removing and/or reducing permanganate reducing compounds and alkyl iodides |
| KR20230019135A (en) | 2020-06-03 | 2023-02-07 | 셀라니즈 인터내셔날 코포레이션 | Removal of acetals from process streams |
| US20230202957A1 (en) | 2020-06-03 | 2023-06-29 | Celanese International Corporation | Production and purification of acetic acid |
| EP4161888A1 (en) | 2020-06-03 | 2023-04-12 | Celanese International Corporation | Process for acetic acid production by removing permanganate reducing compounds |
| US11807597B2 (en) * | 2021-04-02 | 2023-11-07 | Lyondellbasell Acetyls, Llc | Methods and systems for producing acetic acid |
Citations (4)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US5364963A (en) * | 1993-04-30 | 1994-11-15 | Chiyoda Corporation | Supported rhodium catalyst, method of preparing same and process of producing acetic acid by methanol carbonylation using same |
| US5917089A (en) * | 1995-08-22 | 1999-06-29 | Bp Chemicals Limited | Process for the carbonylation of an alcohol and/or a reactive derivative thereof |
| US5932764A (en) * | 1996-12-05 | 1999-08-03 | Bp Chemicals Limited | Iridium-catalyzed carbonylation process for the production of a carboxylic acid |
| RU2250894C2 (en) * | 1999-11-01 | 2005-04-27 | Асетэкс (Кипр) Лимитед | Method (alternatives) of methanol production installation upgrading; method of production of hydrogen and a product chosen from a group of acetic acid derivatives |
Family Cites Families (35)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US3769329A (en) | 1970-03-12 | 1973-10-30 | Monsanto Co | Production of carboxylic acids and esters |
| US4102922A (en) | 1974-12-30 | 1978-07-25 | Monsanto Company | Purification of carbonylation products |
| US5001259A (en) | 1984-05-03 | 1991-03-19 | Hoechst Celanese Corporation | Methanol carbonylation process |
| US5144068A (en) | 1984-05-03 | 1992-09-01 | Hoechst Celanese Corporation | Methanol carbonylation process |
| US5026908A (en) | 1984-05-03 | 1991-06-25 | Hoechst Celanese Corporation | Methanol carbonylation process |
| CA1299195C (en) | 1986-06-16 | 1992-04-21 | G. Paull Torrence | Addition of hydrogen to carbon monoxide feed gas in producing acetic acid by carbonylation of methanol |
| US5334755A (en) * | 1992-04-24 | 1994-08-02 | Chiyoda Corporation | Process for the production of acetic acid from methanol and carbon monoxide using supported rhodium catalyst |
| DE4239580C2 (en) * | 1992-11-25 | 1996-07-25 | Samson Ag | Actuator with safety device |
| US5672743A (en) | 1993-09-10 | 1997-09-30 | Bp Chemicals Limited | Process for the production of acetic acid |
| JP3308392B2 (en) | 1994-06-02 | 2002-07-29 | ダイセル化学工業株式会社 | Carbonylation reaction method |
| US5696284A (en) | 1995-06-21 | 1997-12-09 | Bp Chemicals Limited | Process for the carbonylation of alkyl alcohols and/or reactive derivatives thereof |
| KR100462697B1 (en) | 1995-10-27 | 2005-02-28 | 씨엔에이 홀딩즈 인코포레이티드 | Process for improving productivity of a carbonylation catalyst solution by removing corrosion metals |
| US6339171B1 (en) | 1996-10-18 | 2002-01-15 | Celanese International Corporation | Removal or reduction of permanganate reducing compounds and alkyl iodides from a carbonylation process stream |
| GB9626429D0 (en) | 1996-12-19 | 1997-02-05 | Bp Chem Int Ltd | Process |
| GB9626317D0 (en) | 1996-12-19 | 1997-02-05 | Bp Chem Int Ltd | Process |
| GB9626428D0 (en) | 1996-12-19 | 1997-02-05 | Bp Chem Int Ltd | Process |
| US6114576A (en) | 1997-12-18 | 2000-09-05 | Uop Llc | Carbonylation process with integrated heat exchange |
| ATE261426T1 (en) | 1998-08-06 | 2004-03-15 | Haldor Topsoe As | REACTIVE DISTILLATION PROCESS FOR PRODUCING ACETIC ACID BASED ON DME/METHANOL CARBONYLATION |
| US6627770B1 (en) | 2000-08-24 | 2003-09-30 | Celanese International Corporation | Method and apparatus for sequesting entrained and volatile catalyst species in a carbonylation process |
| US6657078B2 (en) | 2001-02-07 | 2003-12-02 | Celanese International Corporation | Low energy carbonylation process |
| FR2826960B1 (en) | 2001-07-03 | 2005-10-21 | Acetex Chimie | METHOD FOR CONTROLLING CONTINUOUS PRODUCTION OF ACETIC ACID AND / OR METHYL ACETATE |
| GB0211560D0 (en) | 2002-05-20 | 2002-06-26 | Bp Chem Int Ltd | Process |
| US7005541B2 (en) | 2002-12-23 | 2006-02-28 | Celanese International Corporation | Low water methanol carbonylation process for high acetic acid production and for water balance control |
| MY141209A (en) * | 2003-03-13 | 2010-03-31 | Chiyoda Corp | Method of manufacturing acetic acid |
| US7223886B2 (en) | 2004-03-02 | 2007-05-29 | Celanese International Corporation | Removal of permanganate reducing compounds from methanol carbonylation process stream |
| US7465823B2 (en) * | 2004-03-17 | 2008-12-16 | Celanese International Corporation | Utilization of acetic acid reaction heat in other process plants |
| US7767848B2 (en) | 2005-02-08 | 2010-08-03 | Celanese International Corporation | Method of controlling acetic acid process |
| JP5047984B2 (en) * | 2005-12-21 | 2012-10-10 | ビーピー ケミカルズ リミテッド | Carbonylation method |
| US7989659B2 (en) | 2007-05-17 | 2011-08-02 | Celanese International Corporation | Method and apparatus for making acetic acid with improved light ends column productivity |
| US8017802B2 (en) | 2007-05-21 | 2011-09-13 | Celanese International Corporation | Control of impurities in reaction product of rhodium-catalyzed methanol carbonylation |
| US7619113B2 (en) | 2007-09-27 | 2009-11-17 | Celanese International Corporation | Method and apparatus for making acetic acid with improved purification |
| US8062482B2 (en) | 2007-10-30 | 2011-11-22 | Celanese International Corporation | Acetaldehyde removal from methyl acetate by distillation at elevated pressure |
| EP2093209A1 (en) | 2008-02-19 | 2009-08-26 | BP Chemicals Limited | Process for the production of acetic acid |
| RU2469783C2 (en) | 2008-04-29 | 2012-12-20 | Селаниз Интернэшнл Корпорейшн | Device for methanol carbonylation including absorber with possibility to select from several solvents |
| US9012683B2 (en) * | 2010-11-12 | 2015-04-21 | Eastman Chemical Company | Coproduction of acetic acid and acetic anhydride |
-
2010
- 2010-09-24 US US12/890,383 patent/US8530696B2/en active Active
-
2011
- 2011-09-12 ES ES11760922T patent/ES2832198T3/en active Active
- 2011-09-12 BR BR112013006963-5A patent/BR112013006963B1/en active IP Right Grant
- 2011-09-12 JP JP2013530178A patent/JP5960143B2/en active Active
- 2011-09-12 RS RS20210101A patent/RS61426B1/en unknown
- 2011-09-12 RU RU2013118697/04A patent/RU2584422C2/en active
- 2011-09-12 CN CN201180054453.7A patent/CN103201247B/en active Active
- 2011-09-12 EP EP11760922.2A patent/EP2621880B1/en active Active
- 2011-09-12 WO PCT/US2011/051168 patent/WO2012039973A1/en active Application Filing
- 2011-09-12 SG SG2013021522A patent/SG189059A1/en unknown
- 2011-09-12 MX MX2013003395A patent/MX345481B/en active IP Right Grant
- 2011-09-12 CA CA2812700A patent/CA2812700C/en active Active
- 2011-09-15 TW TW100133171A patent/TWI634103B/en active
- 2011-09-23 AR ARP110103499A patent/AR083101A1/en unknown
-
2013
- 2013-08-14 US US13/966,772 patent/US9550714B2/en active Active
-
2014
- 2014-01-10 HK HK14100293.8A patent/HK1187329A1/en not_active IP Right Cessation
Patent Citations (4)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US5364963A (en) * | 1993-04-30 | 1994-11-15 | Chiyoda Corporation | Supported rhodium catalyst, method of preparing same and process of producing acetic acid by methanol carbonylation using same |
| US5917089A (en) * | 1995-08-22 | 1999-06-29 | Bp Chemicals Limited | Process for the carbonylation of an alcohol and/or a reactive derivative thereof |
| US5932764A (en) * | 1996-12-05 | 1999-08-03 | Bp Chemicals Limited | Iridium-catalyzed carbonylation process for the production of a carboxylic acid |
| RU2250894C2 (en) * | 1999-11-01 | 2005-04-27 | Асетэкс (Кипр) Лимитед | Method (alternatives) of methanol production installation upgrading; method of production of hydrogen and a product chosen from a group of acetic acid derivatives |
Also Published As
| Publication number | Publication date |
|---|---|
| ES2832198T3 (en) | 2021-06-09 |
| JP5960143B2 (en) | 2016-08-02 |
| SG189059A1 (en) | 2013-05-31 |
| CN103201247B (en) | 2015-11-25 |
| BR112013006963A2 (en) | 2016-07-26 |
| WO2012039973A1 (en) | 2012-03-29 |
| CN103201247A (en) | 2013-07-10 |
| CA2812700C (en) | 2018-07-10 |
| EP2621880B1 (en) | 2020-11-11 |
| JP2013538826A (en) | 2013-10-17 |
| MX345481B (en) | 2017-01-31 |
| RS61426B1 (en) | 2021-03-31 |
| TW201217328A (en) | 2012-05-01 |
| EP2621880A1 (en) | 2013-08-07 |
| MX2013003395A (en) | 2013-09-13 |
| US8530696B2 (en) | 2013-09-10 |
| US20140012040A1 (en) | 2014-01-09 |
| WO2012039973A9 (en) | 2014-04-03 |
| BR112013006963B1 (en) | 2019-05-28 |
| HK1187329A1 (en) | 2014-04-04 |
| US9550714B2 (en) | 2017-01-24 |
| CA2812700A1 (en) | 2012-03-29 |
| RU2013118697A (en) | 2014-10-27 |
| TWI634103B (en) | 2018-09-01 |
| AR083101A1 (en) | 2013-01-30 |
| US20120078011A1 (en) | 2012-03-29 |
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| RU2584422C2 (en) | Loop reactor for producing acetic acid | |
| KR19980063842A (en) | Carbonylation method of iridium catalyst for the production of carboxylic acid | |
| JP6208722B2 (en) | Acetic acid production with increased production rate | |
| CN109641826B (en) | Acetic acid production process | |
| EP2627623B1 (en) | Production of acetic acid with an increased production rate | |
| RU2564021C2 (en) | Method and system for feeding steam from drying column into column for light fractions |